不同的行为批次和半连续反应器的两个化学反应的比较研究毕业论文外文翻译

不同的行为批次和半连续反应器的两个化学反应的

比较研究

M.D. Grau a,1, J.M. Nougués b,2, L. Puigjaner b,*,2

a矿业及天然资源工程系，曼雷沙大学，加泰罗尼亚理工大学,AV.西班牙曼雷沙61-73基地，08240 .

b巴塞罗那工业工程学院，加泰罗尼亚理工大学化学工程系，AV.西班牙巴塞罗那，对角线647，08028.

2001年10月收到，2002年2月19日发表

摘要：基于不同的行为的两个反应，批处理和半间歇反应器性能之间的比较研究已经进行了在玻璃夹套设置与测量5升的反应器中，数据采集和控制系统。所选择的反应是酸 - 碱反应（乙酸乙酯皂化反应），和一个具有高的反应热（硫代硫酸钠，过氧化反应）的氧化 - 还原反应。甲第一差值的方法中，用于建立的动力学方程。对于使用的酸 - 碱反应的等温方法，根据该溶液的电导率，用于氧化反应的温度的测量的基础上使用的绝热方法。

此工作的重点在于得到的物种的浓度，在反应器中，通过实验测量与不同的传感器（pH，温度，等）所需要的值，以得到的浓度分布。对于酸 - 碱反应，它可以转换成浓度值的反应溶液的pH值测量。在氧化反应的情况下，通过测量唯一的反应器的温度为绝热的批处理模式下的操作，和在半间歇法的操作模式通过仿真得到的浓度分布。以前被验证实验获得的温度分布的数学模型。

关键词:批处理和半间歇反应器；模型；反应动力学

命名法

a：化学计量系数反应物A

Ai：内传热面积（米2）

A0：以外的传热面积（米2）

B：反应物B的化学计量系数

c A ：反应物的浓度（NaOH或H 2 O 2）（千摩尔米-3）

c A0：初始反应物的浓度甲（千摩尔米-3）

c A1：初始反应物的浓度在坦克（千摩尔米-3）

c B：反应物B的浓度（千摩尔米-3）

c B0：反应物B的初始浓度（千摩尔米-3）

c B1：罐中反应物B的初始浓度（千摩尔米-3）

c P：浓度的产品（千摩尔米-3）

C J：护套的流体的热容量（千焦耳千克-1 K -1）

C P：的反应物的热容量（千焦耳千克-1 K -1）

C M：的壁的热容量（千焦耳千克-1K -1）

Ea：活化能（千焦耳千摩尔-1）

F W：护套的流体流（米3 s-1）

F0：添加流量（米3s-1）

[10]，但反应物和产物的浓度的演变没有调查，这是非常重要的是要优化

运行性能，因为它已经指出，Hugo[11] 等人。

在这项工作中，为酸- 碱反应，在反应器中存在的物种原位浓度通过测量溶液的pH值来确定。对于氧化还原反应，反应的电压分布实验得到，但其转换成浓度分布被认为是非常困难的。在这种情况下，浓度分布是通过模拟获得的。的动态的数学模型，预测的热行为的间歇式反应器，并在反应过程中反应物和产物的浓度的演变。对于该反应中，它有可能以获得实验的浓度分布，仅在绝热操作的箱子。在这种模式的操作中，它是通过只测量反应温度可能遵循的浓度演化。

为酸-碱反应的（低反应热），其中反应器的温度将保持控制，两种操作模式（分批或半间歇）是可能的。在硫代硫酸盐反应（非常的放热反应）的情况下，温度控制是唯一可行的半间歇反应器中。在这种情况下，当一组点被选择的反应物料的温度，也可以通过操纵一种反应物的进料速率，入口夹套温度保持在一个前缀的值来控制反应。因此，这种操作模式可以被使用，以控制反应，并且，它是特别有用的高度放热的过程，其中，安全是一个主要问题。从这个意义上说，的的作品Steensma和Westertep[12]和Stoessel[2]是非常相关的。Hugo 和Steinbach[13]补料批式反应器和连续搅拌釜式反应器安全之间的比较研究。

纸张主要作用域从pH值和温度数据的浓度分布的模拟，然后预测实验的控制行为。因此，一个关键的贡献，目前的工作重点是在两个均相反应的行为的比较研究，批次和半连续反应器中进行。这些反应可再现的实验得到的，使用的传感器的pH，温度或潜在的，大量的数据，以便获得适当的信息，用来比较的批次和半间歇反应器中的操作模式的行为。一般，该比较是仅使用温度测量。这项工作给特殊的重要性，得到的浓度分布（通过pH值或温度的实验性的措施），显示出更好的两种操作模式之间的不同行为。在这种方式中，该研究导致一种推论批处理的方式来控制和半间歇反应器。

此外，使用简单的反应已被特别选择，因为，即使在发展的动能表达式，使用的方法是不同的，使得可以比较的等温反应器中和一个绝热反应器的行为。利益的工作还包括在比较两个非常不同的反应速度和热行为反应。

2、数学模型

在一般的方式，考虑这两个反应可以表示为：

aA + bB→cC + dD

其中的一个a，b，c，和d是不同的对于每个反应：

CH3COOCH2CH3 + NaOH→ CH3COONa + CH3CH2OH

Na2S2O3 + 2H2O2→Na2S3O6 + Na2SO4 + 2H2O

将反应率被假定为成比例的反应物A和B的浓度的第一顺序，和溶液的密度是恒定的：

r = kc A c B (1)

其中，k 是一个函数，所述的温度的Arrhenius表达式：

k = k0 e?EaR(T+273) (2)

两种方法可以通过以下方式获得的动力学参数k 0和E a。

2.1.等温法

得到的溶液在不同温度下的电导率的档案。因此，一组在不同温度下的k值可

以以下方式获得的，然后通过绘制lnk对1 T式中的对数表达Eq（2），k 0和Ea值可以很容易地获

得：

……………………………………………………（3）2.2.（直接法）

考虑到能量平衡方程完全是被称为反应物料，获得以下表达式：

(4)

（4）给出了在每一时刻的速率常数： (5)

导数d T d t 可以计算从所记录的温度-时间曲线。然后时，ln k被计算，使用从Ea得到的值（5）。

下面的过程是类似的等温方法。

批处理和半间歇反应器的动态行为可以被描述由一组微分方程套壁和夹克内的循环流体的能量平衡的反应混合物中，产生的质量和能量平衡。

批式反应器的整体质量平衡：…………………………………………………………………………（6）……………………………………………………………………………（7）半间歇反应器的整体质量平衡：……………………………………………………………………（8）…………………………………………………………………………（9）间歇式反应器的组件的质量平衡：

.....................................................................（10）.....................................................................（11）半间歇反应器中的组件的质量平衡： (12)

(13)

对于pH值的酸- 碱反应，转化浓度分布不同操作模式的研究需要不同的表达式。如果A代表NaOH和乙乙酸乙酯，唯一的贡献对pH值的NaOH的存在是由于，因为乙酸钠的贡献可以忽略不计。在这些条件下：

P OH= ?log c A (14)

不然

c A = 10(pH?14) (15)

否则为间歇式反应器中，浓度可以表示为：

c A = c A0(1 ? x) (16)

从式（15）和（16）：

……………………………………………………………（17）半间歇反应器中时，被认为是，试剂A的添加效果，必须考虑该混合物的初始浓度在加入时间：……………………………………………………………………（18）和

……………………………………………………………（19）当馈送的NaOH 停止反应器中在批处理模式下操作，并建模方程是前面所指出的那些。

用于氧化反应和绝热的间歇式反应器中，从（4）和（10）得到：...........................................................................（20）通过集成这个方程，得到下面的表达式： (21)

的差异之间的初始温度和最终温度，当转换是x = 1时，，被定义为Δ T ad：………………………………………………………………（22）公式（21）可以

改写为：

……………………………………………………………………（23）使用表

达式（23），可以得到具有不同的反应物和产物的浓度。批式反应器的能量平衡：

(24)

半间歇反应器的能量平衡：

V Q Cp c Hrkc V T Tad F dt d M B A T ρρ-?--=)(0……………………………………… （25）批次和半间歇反应器外壁的能量平衡：

(26)

通过

Q M = [14]所示。3、工厂介绍

在中试规模的反应器中（图1）中，pH 值，电导率，电压和温度的已获得

的实验措施。它由一个5升玻璃夹套反应器中，设置有一个数据采集系统基于

GPIB 总线和PC 软件。

图1 试验工厂。

在夹套中循环的流体的流率可以前缀或通过差开闭阀控制，提供一种替代

的加热-冷却流体（热水或冷水），表1中表示的不同模式的状态的阀门操作。

表1中阀门

阀门

行动 Ia II b IIIc V1

反应A 入口 X X （*） V2

反应B 入口 X V3

护套流体入口 X X V4

护套流体出口 X X V5

产品出口 X

a 反应器进行充电。

b仅在半间歇模式的的反应发展（*）。

c 清空的反应器（当实验结束时）。

所有实际可用的模拟输入和输出，以及所有的虚拟通道自动监视和存储过程值。它也能够得到上线，被配置在显示画面上的曲线。

4、实验的发展

在不同的条件下进行了初步实验，得到的动能表达式为每个反应和批处理

模式下的操作。

然后，将两个反应表示进行了在两种操作模式：批处理和半间歇法。对于

所有的实验中，将夹套填充有循环水的流动的1.37×10-52ms。在反应器中的所

选择的设定点温度为308 K，而反应物的体积一个用混合1.3升反应物B2.7升，反应的质量得到4升。反应物A是NaOH在皂化反应和H 2 O2的氧化反应中。实验1和2对应于在批处理的皂化反应和半间歇操作模式分别和实验3和4对应于分别

批处理和半间歇操作模式中的氧化反应，表2中表示的操作条件。皂化实验中所用的反应物的体积为在类似条件下进行氧化反应的实验。在这些条件下，在反

应器中的初始浓度而稀释。用于该反应的硫代硫酸盐和过氧化氢，几个实验（Szeifert [15]等人）使用更集中的解决方案，其比率为c BO c AO = 23。实验5和6分别为这些条件的例子（表3）。的反应物的初始浓度分别为在表中所标明的

一半，因为音量的两个解决方案的时间是相同的。这些实验被用来验证的数学

模型，在FORTRAN 77语言编写的软件模块来实施。实验7和8与试验5中的相类似的条件进行，但引入的设定点温度在313 K。

表2操作条件，实验1-4

皂化反应氧化反应

实验1 实验2 实验3 实验4

T （K）294.9 299.0 299.9 297.9

TJO（K）334.0 334.0 299.0 299.0

cA（M） 1 1 1.2 1.2

cB（M） 2 2 0.8 0.8

FO（m2s-1）- 7.4×10-7- 8.9×10-7

表 3 操作条件，实验5-8

T（K）Tset（K）TJO（K）cA（M）c B（M）Fo（米2秒-1 ）实验5 293.2 - 293.5 1.2 0.8 3.1×10-6

实验6 293 - 293.9 1.2 0.8 4.7×10-6

实验7 293.5 313 294.1 1.2 0.8 3.1×10-6

实验8 293.2 313 294.2 1.2 0.8 3.1×10-6 5、结果与讨论

阿仑尼乌斯方程得到的对皂化和氧化反应结果表明，与其他研究者发现的

一个很好的相同性（Ortiz [16] 等人Cohen 和Spencer[7] ）。这两个反应显示

出非常不同的反应速度，以及热行为。事实上，在氧化反应的速度比的皂化反

应，因为-1-136base -acid 0s kmol m 10 1.035 k ?=下和(Ea R )acid –base= 4829.6 K ，在

8.13×10 11 m 3 kmol -1 s -1，和9156 K 为氧化反应前。

用来比较的间歇和半间歇操作模式的行为，的温度曲线示于图2为两种反

应。对于皂化反应，初始斜率和过冲，在批处理模式下，半连续模式相比更为

明显。对于氧化反应，这种差异是更重要的。在批处理模式下，这是不可能以

控制温度的演化。出于这个原因，该反应将不能在此操作模式下研究了这项工

作。说，在皂化反应的护套流体最初热水（表2），这一点很重要的，因为反应

热是非常低的，如果外套流体本来冷水，将有没有可以看到温度上升。

图（2）温度分布的实验1-4。

为了后续的反应物的浓度的演化，为saponifaction 反应，测定其pH 。使用

（14），（15），（16），（17），（18）和（19），它是可以转换成浓度公

司的pH 曲线。批次和半间歇反应器的反应混合物中示出图的相应浓度的演变。

图3 和图。4，分别为。A 的进给停止后1800秒时的化学计量的输入值被达到。

这是可以看到的NaOH 增值（C A ）在反应混合物中的积累。一旦达到最大数

后，反应演化的间歇式反应器中的类似。相同的初始条件下，进行了模拟，基

于质量平衡方程（（6），（7），（8），（9），（10），（11），（12）和

（13）），因为它表示在以前的工作中（Grau 和Puigjaner 的[17]）。

图3 实验的间歇式反应器（皂化反应，实验1）的浓度分布。

图4，实验的浓度分布的半间歇反应器（皂化反应，实验2）。

使用实验数据用于氧化反应的浓度分布，得到仅用于绝热的运作模式。使用公式。（23）得到的转化率在每一时刻。上表示它的反应组分的浓度分布图.5。用实验的温度分布与浓度值的数学模型进行了验证。的浓度分布的半间歇法的操作模式，通过模拟获得的。以前的数学模型进行了验证实验的温度分布图。图.6展示出了良好的工作更浓缩的反应物和保持比CBO CAO = 23的试验6的实验和模拟的温度之间的协议。已经通过仿真验证的数学模型，它是可能的，得到的浓度分布。这是非常有趣的过氧化物被添加（图7）来观察的积累。480秒后的H 2 O2被消耗和的Na 2 S 2 O 3和产品的浓度分别为0.1和0.15 M。

图5，实验和模拟的浓度分布氧化反应（绝热模）

图6, 实验和模拟温度曲线实验6

图7, 模拟用于氧化反应（半间歇反应器）中的浓度分布。

图8, 温度分布与设定点的温度进行氧化反应。

实验5和6进行没有护套流体的变化，并且在不控制反应器的温度的情况下。当设定点温度是固定的（在313 K）是不可能的，以控制反应温度，在这些操作条件下（实验7和8）中，仅通过夹套流体（图8）通过加热去除，因为护套是不

能够以除去反应热。

对于相同的操作条件（半间歇反应器）中进行了详尽的研究，硫代硫酸盐和过氧化氢之间的反应中的前一工作（Grau等人[18] ）。使用的一种优化方法，来获取最优的温度分布，利用作为变量的过氧化物的添加流量。

6、结论

半间歇反应器操作的酸- 碱低放热反应，随后由pH值的测量和非常放热的氧化反应相比，间歇式反应器的操作已被。获得的结果表明，用于皂化反应，它是可能操作的反应器中，这两种操作模式（批处理和半间歇）。在氧化反应的情况下，这是不可能的，以控制反应温度在批处理模式下，仅非常稀释的浓度时，也能够在半间歇模式下操作，通过控制反应温度与护套流体。在这种情况下，当反应物较为集中，过氧化物的加入流量为高，这是要使用另一个参数，以控制反应温度：过氧化物的添加流量，因为在热传输是不足以以除去产生的热量的的反应。在所有情况下，实验结果表明，通过仿真得到的结果吻合良好。

浓度分布，得到两个反应，使用不同的技术。对于皂化反应的浓度随时间演变的不同组成部分已经通过以下方式获得的溶液的pH值的实验措施的装置。在氧化反应的情况下，只有为绝热的操作模式已经能够得到使用实验的温度曲线的浓度分布。与模拟结果已获得一个很好的协议，使得有可能开发的数学模型进行验证。的浓度分布的知识是非常有趣的理解的反应行为。介绍的方法提供了一个有用的方法批次和半连续反应器的操作和控制，在工业实践中很容易实现。

致谢

财政支持收到CICYT的令人欣慰的承认，（项目QUI99 1091）。

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[18]M D Grau，J M Nougués，L. Puigjaner，便利于获得的最佳喂养配置文件

中补料分批反应器，采用遗传算法，工业工程.化学研究 40（2001）1488.

Comparative study of two chemical reactions with different behaviour in batch and semibatch reactors

M.D. Grau a,1, J.M. Nougués b,2, L. Puigjaner b,?,2

a Mining Engineering and Natural Resources Department, Escola Universitàtia

Politècnica de Manresa, Universitat Politècnica de Catalunya,

Av. Les Bases de Manresa 61-73, 08240 Manresa, Spain

b Chemical Engineering Department, Escola Tècnica Superior d'Enginyers

Industrials de Barcelona, Universitat Politècnica de Catalunya,

Av. Diagonal 647, 08028 Barcelona, Spain

Received 4 October 2001; accepted 19 February 2002

Abstract

Based on two reactions with different behaviour, a comparative study between batch and semibatch reactors performance carried out in a glass-jacketed reactor of 5 l provided with the measuring, data acquiring and controlling system. The reactions chosen were an acid–base reaction (ethyl acetate saponification), and an oxidation–reduction reaction with a ). A first difference was in the method used to establish the kinetic equation. For the acid–base reaction was used an isothermal method based on the conductivity profiles of the solution. For the oxidation reactionwas used an adiabatic method based on the measurement of temperatures.

This work focuses in the interest to obtain the concentrations of the species in the reactor, by measuring experimentally with different sensors (pH, temperature, etc.) the needed values to get the concentration profiles. For the acid–base reaction it was possible to convert the pH measurements of the reaction solution to concentration values. In the case of the oxidation reaction, the concentration profiles were obtained by measuring only reactor temperature for the adiabatic batch mode of operation, and by simulation in the semibatch mode of operation. The mathematical model was previously validated with temperature profiles obtained experimentally.

Keywords: Batch and semibatch reactor; Modelling; Reaction kinetic

1. Introduction

The extraordinary flexibility of batch processes is well known. Batch processes are used in the domains of speciality chemicals, polymers and biotechnology. Batch processes are generally employed to obtain products with be complex, and with kinetics poorly known.

The kinetic analysis of chemical reactions frequently takes place in a reaction, because it is possible to control the reactor temperature easily. There are also cases where it is more appropriate the application of non-isothermal methods for evaluating reaction rate models and kinetic parameters. That is the case of adiabatic experiments using batch systems to obtain temperature profiles from which the kinetic model and parameters for simple and complex systems can be extracted after application of a (Stoessel [2]). That is the case of the oxidation reaction, because it is impossible to maintain constant the reactor temperature. Studies with adiabatic reactors reported by several authors using the thiosulfate-peroxide reaction. For example Root and Schmitz [3] and Vetjasa and Schmitz [4] studied the reaction in a batch reactor and used the data obtained for the study of steady state multiplicity in a loop reactor and a stirred tank reactor (CSTR) respectively. Similar work was carried out by Chang and Schmitz [5]. Guha et al. [6] reported also an study of transient behaviour of an adiabatic CSTR. In this work the kinetic equation can be derived from data obtained in a series of runs in which the initial reagent concentrations is and

Spencer [7].

The thermal behaviour of batch and semibatch reactors investigated by Rafalimanana et al. [8], Kiparissides and Shah [9] and Rotstein and Lewin [10], but the evolution of the concentration of reactants and products was not investigated, which is very important to optimise the operation performance, as it pointed out by Hugo et al. [11].

In this work, for the acid–base reaction, the in situ concentration of the species present in the reactor was determined by measuring the pH of the solution. For the oxidation– reduction reaction the voltage profile of the reaction was obtained experimentally, but its conversion into a concentration profile was found to be very difficult. In this case, concentration profiles were obtained by simulation. A dynamic mathematical model was developed to predict both the thermal behaviour of batch reactors and the evolution of the concentration of reactants and products during the reaction. For this reaction, it possible to obtain the concentration profiles experimentally, only in the case of adiabatic operation. In this mode of operation it is possible to follow the concentration evolution by only measuring the reaction temperature.

For the acid–base reaction (with a low reaction (batch or semibatch) are possible. In the case of the thiosulfate reaction (very exothermic reaction) temperature control is only feasible for the semibatch reactor. In this case, when a set-point is selected for the reaction mass temperature, it is possible to control the reaction by manipulating the feed rate of one of the reactants, maintaining the inlet jacket temperature at a prefixed value. Thus, this mode of operation can be used to control the reaction, and it is particularly useful for . In this sense, the works of Steensma and Westertep [12] and Stoessel [2] are very relevant. Hugo and Steinbach [13] make a safety comparison study between a fed-batch reactor and a continuous stirred tank reactor.

The paper is mainly scoped to the simulation of the concentration profiles from pH and temperature data, and then to predict the experimental behaviour of the control. Therefore, a key contribution of the present work focuses in a comparative study of the behaviour of two batch and semibatch reactors. These reactions can be reproduced experimentally to get, using sensors of pH, temperature or potential, substantial amount of data that allow to obtain appropriate information to compare the behaviour of batch and semibatch reactor modes of operation. Usually, this comparison is made only using temperature measurements. This work gives special importance to obtain concentration profiles (through pH or temperature experimental measures), which show better the different behaviour between the two modes of operation. In this way, the study leads to an inferential way to control batch and semibatch reactors.

Moreover, the simple reactions used chosen in particular because, even in the development of the kinetic expression, the method used is different, making it possible to compare the behaviour of an isothermal reactor and an adiabatic

reactor. The interest of the work consists also in comparing two reactions of very different reaction rate and thermal behaviour.

2. The mathematical model

The two reactions considered can be represented, in a general way, as:

aA + bB → cC + dD

where a, b, c, and d are different for each reaction:

CH3COOCH2CH3 + NaOH→ CH3COONa + CH3CH2OH

Na2S2O3 + 2H2O2→Na2S3O6 + Na2SO4 + 2H2O

The reaction rate is assumed to be proportional to the first order of the concentration of reactants A and B, and the solution density to be constant:

r = kc A c B(1) where k is a function of the temperature according to the Arrhenius expression: k = k0e?EaR(T+273) (2) Kinetic parameters k0 and Ea may be obtained by two methods.

2.1. Isothermal method

The conductivity profile of the solution at different temperatures is obtained. Thus, a set of values of k at different temperatures can be obtained, and then by plotting ln k versus 1T in the logarithmic expression of Eq. (2), k0 and Ea values can be readily obtained:

ln k = ln k0?(3) 2.2. Adiabatic method

Taking into account that the energy balance equation is

solely referred to the reaction mass, the following expression

is obtained:

(4) Eq. (4) gives the rate constant at each time instant:

(5)

The derivative dTdt can be calculated from the recordedtemperature–time curve. Then, ln k is calculated, using thevalues obtained from Eq. (5). The procedure that follows is similar to the isothermal method.

The dynamic behaviour of the batch and semibatch reactors could be described by a set of differential equationsresulting from mass and energy balances of the reactionmixture, the energy balance of the jacket wall and thecirculating fluid inside the jacket.

The overall mass balance of batch reactor:

(6)

(7) The overall mass balance of semibatch reactor:

(8)

(9) The mass balance of components of batch reactor:

(10)

(11) The mass balance of components of semibatch reactor:

(12)

(13) For the acid–base reaction, conversion of pH values to concentration profiles requires different expressions for the different operation modes studied. If A represents NaOH and B ethyl acetate, the only contribution to pH is due to the presence of NaOH, because the contribution of sodium acetate

may be disregarded. In these conditions:

P OH= ?log c A(14) or else

c A= 10(pH?14) (15) Otherwise for a batch reactor, the concentration can be expresse

d as:

c A= c A0(1 ? x) (16) From Eqs. (15) an

d (16):

(17) when a semibatch reactor is considered, the addition effect of reagent A on the initial concentrations of the mixture must be contemplated during the addition time:

(18) and

(19) when the feeding of NaOH is stopped the reactor operates in batch mode and the modelling equations are those previously indicated.

For the oxidation reaction and the adiabatic batch reactor, from the Eqs. (4) and (10) it is obtained:

(20) By integrating this equation, the following expression is obtained:

(21) where the difference between initial and final temperatures, when conversion is x = 1, is defined as Tad:

(22) The Eq. (21) can be rewritten as:

x=(23) The concentration of different reactants and products can be

obtained using expression (23).

The energy balance for batch reactor:

(24)

The energy balance for semibatch reactor:

V Q Cp c Hrkc V T Tad F dt d M B A T ρρ-?--=)(0 (25) The energy balance for jacket wall of batch and semibatch reactor:

(26) where

Q M = considered as a perfect mixing as it is indicated by Luyben [14].

3. Plant description

The experimental measures of pH, conductivity, voltage and temperature obtained in a pilot scale reactor (Fig. 1). It consists of a 5l glass-jacketed reactor provided with a data acquisition system based on GPIB bus and PC software. The flow rate of the circulating fluid in the jacket may be prefixed or controlled by differential on –off valves, providing an alternative .

All physically available analogue inputs and outputs as well as all virtual channels are automatically monitored and

Table1

State of the valves

Valves Action

I a II b III c V1 Reactive A inlet X X (?) V2 Reactive B inlet

X V3 Jacket fluid

inlet X X V4 Jacketfluid

outlet X X V5 Products outlet X

a Charge the reactor.

b Reaction development (?) only in semibatch mode.

c Empty the reactor (when the experiment is finished).

process values are stored. It is also possible to obtain on-line configured curves on the display screen.

4. Development of the experiments

Preliminary experiments to obtain the kinetic expression were carried out at different conditions for each reaction and in batch mode of operation.

Then, the two reactions indicated were carried out in the two modes of operation: batch and semibatch. For all the experiments, the jacket was filled with water circulating at a flow of 1.37×10?5 m3 s ?1. The selected set-point temperature in the reactor was 308 K, and the volume of reactant A used was 1.3

l to mix with 2.7 l of reactant B, to obtain 4 l of reacting mass. Reactant A is NaOH in the saponification reaction and H2O2 in the oxidation reaction. Experiments 1 and 2 correspond to the saponification reaction in batch and semibatch mode of operation respectively, and Experiments 3 and 4 correspond to the oxidation reaction in batch and semibatch mode of operation respectively. Table 2 indicates the operation conditions. Experiments for the oxidation reaction were carried out in similar conditions for the reactant volumes to those used in the saponification experiments. In these conditions initial concentrations in the reactor are rather diluted. For the reaction of thiosulfate with peroxide, several works (Szeifert et al. [15]) use more concentrated solutions with a ratio c B0c A0 = 23. Experiments 5 and 6 were examples of these conditions (Table 3).

The initial concentrations of the reactants were the table, because the volume of the two solutions was the same. These experiments were used to validate the mathematical model which was implemented in a software

Table 2

Operation conditions for Experiments 1–4

Saponification reaction Oxidation reaction

Experiment1Experiment2Experiment3Experiment4 T （K）294.9 299.0 299.9 297.9

T JO（K）334.0 334.0 299.0 299.0

c A（M） 1 1 1.2 1.2

c B（M） 2 2 0.8 0.8

F O（m2s-1）-

7.4×10-7

8.9×10-7

Table 3

Operation conditions for Experiments 5–8

T（K）Tset

（K）T JO（K）c A（M）c B（M）

Fo（m2s-1 ）

Experiment5 293.2 - 293.5 1.2 0.8 3.1×10-6 Experiment6 293 - 293.9 1.2 0.8 4.7×10-6 Experiment7 293.5 313 294.1 1.2 0.8 3.1×10-6 Experiment8 293.2 313 294.2 1.2 0.8 3.1×10-6 module written in FORTRAN 77 language. Experiments 7 and 8 were carried out with similar conditions to those of Experiment 5, but introducing the set-point temperature at 313 K.

5. Results and discussion

The Arrhenius equation was obtained for the saponification and oxidation reactions. These results show a good agreement with those found by other investigators (Ortiz et al. [16]; Cohen and Spencer [7]). The two reactions show a very different reaction rate and thermal behaviour. Indeed, the oxidation reaction is faster than the saponification reaction because: -1-136base -acid 0s kmol m 10 1.035 k ?=,and (E a R)acid –base = 4829.6K, in front of 8.13 × 1011 m 3 kmol ?1 s ?1, and 9156K for the oxidation reaction.

To compare the behaviour of the batch and semibatch mode of operation, the temperature profiles are shown in Fig. 2 for both reactions. For the saponification reaction, the initial slope and the over-shoot, in the batch mode, are much more pronounced than in semibatch mode. For the oxidation reaction, this difference is even more important. In the batch mode it is impossible to control the temperature evolution. For this reason this reaction will not be studied in this operation mode in this work. It is important to remark that for the saponification reaction the jacket fluid was initially cold water, it would possible to see the temperature rise.

To follow the concentration evolution of reactants, for the saponifaction reaction the pH was measured. Using Eqs. (14)–(19) it was possible to convert pH profiles into concentration profiles. The corresponding concentration evolution of reaction mixtures for batch and semibatch reactors is shown in Figs. 3 and 4, respectively. The feed of A is stopped after 1800 s when the stoichiometric input value is reached. It is possible to see the accumulation of NaOH added (C A) in the reaction mixture. Once the maximum is reached, reaction evolution is similar to that of a batch reactor. With the same initial conditions, simulation was carried out based on mass balance equations (Eqs. (6)–(13)) as it is indicated in a previous work (Grau and Puigjaner [17]).

Concentration profiles for the oxidation reaction using experimental data were obtained only for the adiabatic mode of operation. Using Eq. (23) the conversion was obtained at each time instant. The concentration profile of the reaction components is represented in Fig. 5. The mathematical model developed was validated with values of concentration obtained using experimental temperature profiles. The concentration profiles for the semibatch mode of operation were obtained by simulation. Previously, the mathematical model was validated using experimental temperature profiles. Fig. 6 shows a good agreement between experimental and simulated temperatures for Experiment 6 which operates with more concentrated reactants and maintaining the ratio c B0c A0 = 23. With the mathematical model already validated by simulation it was possible to obtain concentration profiles. It is very interesting to observe the accumulation of peroxide being added (Fig. 7). After 480 s all the

H2O2 is consumed and the concentration of Na2S2O3 and products is 0.1 and 0.15 M, respectively.

Experiments 5 and 6 were carried out without changes in the jacket fluid, and without controlling the reactor temperature. When the set-point temperature was fixed (at 313 K) it was impossible to control the reaction temperature, in these operating conditions (Experiments 7 and 8), only by exhaustive study of the reaction between thiosulfate and peroxide in a previous work (Grau et al.

[18]). An optimization method was used to obtain the optimal temperature profile, using as variable the addition flow of peroxide.

6. Conclusions

Batch reactor operation compared with semibatch reactor operation for an acid–base low exothermic reaction, which was followed by pH measurement and for a very exothermic oxidation reaction. The results obtained show that for the saponification reaction it is possible to operate the reactor in both modes of operation (batch and semibatch). In the case of the oxidation reaction it is impossible to control the reaction temperature in batch mode, and only when the concentrations are very diluted it is possible to operate in semibatch mode by controlling the reaction temperature with the jacket fluid. In this case, when the reactants are more concentrated and the addition flow of peroxide is temperature: the addition flow of peroxide, because the . In all cases, the

experimental results show a good agreement with the results obtained by simulation. Concentration profiles are obtained for two reactions using different techniques. For the saponification reaction the concentration evolution with time of the different components obtained by means of experimental measures of the solution pH. In the case of oxidation reaction, only for the adiabatic mode of operation possible to obtain concentration profiles using experimental temperature profiles. A good agreement with the simulation results obtained, making it possible to validate the mathematical models developed. The knowledge of the concentration profiles is very interesting to understand the reaction behaviour. The methodology described provides an useful way for operation and control of batch and semibatch reactors, easy to implement in industrial practice.

Acknowledgements

Financial support received from CICYT is thankfully acknowledged (Project References

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[2] F. Stoessel, Design termally safe semibatch reactors, Chem. Eng. Prog. 91

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[4] S.A. Vetjasa, R.A. Schmitz, An experimental study of steady state multiplicity

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[6] B.K. Guha, G. Narsimhan, J.B. Agnew, An experimental study of transient

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Chem., Process. Des. Dev. 14 (1975) 146.

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semi-batch reactor. Slow liquid–liquid reactions, Chem. Eng. Sci. 43 (1988) 2125.

某小区中水处理工艺设计毕业论文

某小区中水处理工艺设计毕业论文目录 1 概述 (1) 2设计依据及任务 (1) 2.1设计依据 (1) 2.2设计任务 (1) 3设计工艺 (2) 3.1工艺流程图 (2) 3.2流程说明 (4) 3.3污水中各项指标处理情况表 (4) 4处理构筑物设计说明 (5) 4.1粗格栅 (5) 4.2提升泵房 (8) 4.3细格栅 (8) 4.4平流沉砂池 (11) 4.5初沉池（普通辐流式沉淀池） (14) 4.6SBR反应器 (17) 4.7曝气生物滤池 (21) 4.8微絮凝过滤池 (25) 4.9鼓风机房 (27) 4.10污泥浓缩池（辐流浓缩池） (28) 4.11加药间 (30) 5各构筑物高程 (32) 6中水处理厂工程投资概算 (32) 6.1主要设备清单列表 (32) 6.2土建投资一览表 (34) 6.3工程总投资一览表 (35) 7综合效益分析 (35) 7.1节省城市引水、净水的边际费用 (35) 7.2节水可增加国家财政收入 (35) 7.3消除污染减少的社会损失 (36) 7.4节省城市排水设施的建设和运行费 (36) 8总结 (36) 致谢 (37) 参考文献 (38) 附图：

图1小区中水处理工艺高程图图2小区中水处理工艺平面图图3平流沉砂池平剖面图图4辐流沉淀池平剖面图图5SBR反应池平剖面图图6生物曝气滤池平剖面图

1 概述建筑小区是具有一种功能或多种功能的相对独立的区域，其排水系统通常不在城市市政管网覆盖围之[2]。根据当地的环保标准，必须设置独立的污水处理设施，这就是我们所指的小区污水处理。小区污水不同于城市污水(常包括部分工业废水)，属于生活污水畴。其水质水量特征可概括为：水质水量变化较大，污染物浓度偏低，即比城市污水低，污水可生化性好，处理难度小。 2设计依据及任务 2.1设计依据 (1)一般来说，不同小区对出水的要求差异较大，应根据我国《地面环境质量标准》(GB3838-88)和《污水综合排放标准》(GB8978-96)的有关规定和当地环保部门的要求确定处理程度，以确保出水水质[3]。 (2)污水处理设施的设计和建设必须结合小区的整体规划和建筑特点，即外观设计上要与小区建筑环境相协调，以求美观。 (3)污水处理厂位置应尽可能位于小区下风向，与其它建筑物有一定的距离，以减少对环境的影响。 (4)在污水处理工艺上力求简单实用，以方便管理。 2.2设计任务 2.2.1设计题目某小区中水处理工艺。 2.2.2设计基础资料 ①设计规模：根据建设方提供的资料，废水处理工程的处理规模为3000m3/d。

年产6000吨乙酸乙酯间歇反应釜设计_毕业设计

年产6000t乙酸乙酯间歇反应釜设计设计说明本选题为年产量为年产6×103T的间歇釜式反应器的设计。通过物料衡算、热量衡算，反应器体积为3 27.52m、换热量为6 。设备设计结果表明， KJ 5.710/h 反应器的特征尺寸为高3350mm，直径3000mm；夹套的特征尺寸为高2570mm，内径为3200mm。还对塔体等进行了辅助设备设计，换热则是通过夹套与内冷管共同作用完成。搅拌器的形式为圆盘式搅拌器，搅拌轴直径75mm。在此基础上绘制了间歇釜式反应器的设备图，和整体工艺的工艺流程图。关键字：间歇釜式反应器; 物料衡算; 热量衡算; 壁厚设计;

前言反应工程课程设计是《化工设备机械基础》和《反应工程》课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是学生体察工程实际问题复杂性，学习初次尝试反应釜机械设计。化工设计不同于平时的作业，在设计中需要同学独立自主的解决所遇到的问题、自己做出决策，根据老师给定的设计要求自己选择方案、查取数据、进行过程和设备的设计计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的比较分析，择优选定最理想的方案和合理的设计。反应工程是培养学生设计能力的重要实践教学环节。在教师指导下，通过裸程设计，培养学生独立地运用所学到的基本理论并结合生产实际的知识，综合地分析和解决生产实际问题的能力。因此，当学生首次完成该课程设计后，应达到一下几个目的： 1、熟练掌握查阅文献资料、收集相关数据、正确选择公式，当缺乏必要的数据时，尚需要自己通过实验测定或到生产现场进行实际查定。 2、在兼顾技术先进性、可行性、经济合理的前提下，综合分析设计任务要求，确定化工工艺流程，进行设备选型，并提出保证过程正常、安全可行所需的检测和计量参数，同时还要考虑改善劳动条件和环境保护的有效措施。 3、准确而迅速的进行过程计算及主要设备的工艺设计计算及选型。 4、用精炼的语言、简洁的文字、清晰地图表来表达自己的设计思想和计算结果。反应工程课程设计是一项很繁琐的设计工作，而且在设计中除了要考虑经济因素外，环保也是一项不得不考虑的问题。除此之外，还要考虑诸多的政策、法规，因此在课程设计中要有耐心，注意多专业、多学科的综合和相互协调。

化学反应工程第二版课后答案

第一章习题 1 化学反应式与化学计量方程有何异同?化学反应式中计量系数与化学计量方程中的计量系数有何关系? 答：化学反应式中计量系数恒为正值，化学计量方程中反应物的计量系数与化学反应式中数值相同，符号相反，对于产物二者相同。 2 何谓基元反应?基元反应的动力学方程中活化能与反应级数的含义是什么? 何谓非基元反应?非基元反应的动力学方程中活化能与反应级数含义是什么? 答：如果反应物严格按照化学反应式一步直接转化生成产物，该反应是基元反应。基元反应符合质量作用定律。基元反应的活化能指1摩尔活化分子的平均能量比普通分子的平均能量的高出值。基元反应的反应级数是该反应的反应分子数。一切不符合质量作用定律的反应都是非基元反应。非基元反应的活化能没有明确的物理意义，仅决定了反应速率对温度的敏感程度。非基元反应的反应级数是经验数值，决定了反应速率对反应物浓度的敏感程度。 3 若将反应速率写成t c r d d A A - =-，有什么条件? 答：化学反应的进行不引起物系体积的变化，即恒容。 4 为什么均相液相反应过程的动力学方程实验测定采用间歇反应器? 答：在间歇反应器中可以直接得到反应时间和反应程度的关系，而这种关系仅是动力学方程的直接积分，与反应器大小和投料量无关。 5 现有如下基元反应过程，请写出各组分生成速率与浓度之间关系。 (1)A+2B →C (2)A+2B →C (3)2A+2B →C A+C →D B+C →D A+C →D C+D →E 解

(1) D 4C A 3D D 4C A 3C 22 B A 1C C 22B A 1B D 4C A 3C 22 B A 1A 22c k c c k r c k c c k c k c c k r c k c c k r c k c c k c k c c k r -=+--=+-=+-+-= (2) E 6D C 5D 4C B 3D E 6D C 5D 4C B 3C 22 B A 1C D 4C B 3C 22B A 1B C 22 B A 1A 22c k c c k c k c c k r c k c c k c k c c k c k c c k r c k c c k c k c c k r c k c c k r +--=+-+--=+-+-=+-= (3) D 4C A 3D D 4C A 3C 22 B 2A 1C C 22B 2A 1B D 4C A 3C 22 B 2A 1A 2222c k c c k r c k c c k c k c c k r c k c c k r c k c c k c k c c k r -=+--=+-=+-+-= 6 气相基元反应A+2B →2P 在30℃和常压下的反应速率常数k c =2.65× 104m 6kmol -2s -1。现以气相分压来表示速率方程，即(?r A )=k P p A p B 2 ，求k P =?（假定气体为理想气体）解 ()3 -1-363111 2643c P 2 B A p A 2 B A c 2 B A c A 1264c kPa s m kmol 10655.1K 303K kmol kJ 314.8s kmol m 1065.2)(s kmol m 1065.2K 30330273--------??=???= ==-? ? ? ??==-= ?==+=RT k k p p k r RT p RT p k c c k r RT p c k T

SCR反应器设计毕业设计

毕业设计（论文）说明书题目中石化南阳煤粉炉烟气脱硫脱硝除尘改造工程 ——SCR反应器设计,

毕业设计（论文）原创性声明和使用授权说明原创性声明本人郑重承诺：所呈交的毕业设计（论文），是我个人在指导教师的指导下进行的研究工作及取得的成果。尽我所知，除文中特别加以标注和致谢的地方外，不包含其他人或组织已经发表或公布过的研究成果，也不包含我为获得及其它教育机构的学位或学历而使用过的材料。对本研究提供过帮助和做出过贡献的个人或集体，均已在文中作了明确的说明并表示了谢意。作者签名：日期：指导教师签名：日期：使用授权说明本人完全了解大学关于收集、保存、使用毕业设计（论文）的规定，即：按照学校要求提交毕业设计（论文）的印刷本和电子版本；学校有权保存毕业设计（论文）的印刷本和电子版，并提供目录检索与阅览服务；学校可以采用影印、缩印、数字化或其它复制手段保存论文；在不以赢利为目的前提下，学校可以公布论文的部分或全部内容。作者签名：日期：

学位论文原创性声明本人郑重声明：所呈交的论文是本人在导师的指导下独立进行研究所取得的研究成果。除了文中特别加以标注引用的内容外，本论文不包含任何其他个人或集体已经发表或撰写的成果作品。对本文的研究做出重要贡献的个人和集体，均已在文中以明确方式标明。本人完全意识到本声明的法律后果由本人承担。作者签名：日期：年月日学位论文版权使用授权书本学位论文作者完全了解学校有关保留、使用学位论文的规定，同意学校保留并向国家有关部门或机构送交论文的复印件和电子版，允许论文被查阅和借阅。本人授权大学可以将本学位论文的全部或部分内容编入有关数据库进行检索，可以采用影印、缩印或扫描等复制手段保存和汇编本学位论文。涉密论文按学校规定处理。作者签名：日期：年月日导师签名：日期：年月日

污水深度处理工程设计毕业论文

污水深度处理工程设计毕业论文目录摘要 (1) 第一篇设计说明书第一章概述 (2) 1.1企业概况 (3) 1.2生产工艺……………………………………………………… 1.3工程简介……………………………………………………… 第二章工程设计依据、原则和围…………………………… 2.1设计依据……………………………………………………… 2.2设计原则……………………………………………………… 2.3设计围……………………………………………………… 第三章工程设计参数……………………………………………… 3.1 废水来源及特点……………………………………………… 3.2 处理规模………………………………………………… 3.3 进水水质…………………………………………………… 3.4 出水水质…………………………………………………… 3.5排放标准…………………………………………………… 第四章工艺流程………………………………………………………

4.1 工艺流程确定原则……………………………………………… 4.2废水性质分析…………………………………………………… 4.3 工艺流程处理方法比较………………………………………… 4.4工艺流程选择确定……………………………………………… 4.5去除率预测………………………………………………… 第五章主要处理构筑物设计及设备型………………………… 5.1 格栅池………………………………………………………… 5.1.1 构筑物…………………………………………………… 5.1.2 主要设备…………………………………………………… 5.2 集水池……………………………………………………… 5.2.1 构筑物…………………………………………………… 5.2.2 主要设备…………………………………………………… 5.3 酸化调节池…………………………………………………… 5.3.1 构筑物……………………………………………… 5.3.2 主要设备……………………………………………… 5.4 UASB反应器……………………………………………………… 5.5 CASS池……………………………………………………… 5.5.1 构筑物……………………………………………………… 5.5.2 主要设备…………………………………………………… 5.6 集泥井…………………………………………………… 5.6.1 构筑物……………………………………………………… 5.6.2主要设备……………………………………………………

气提式内循环反应器处理生活污水的试验研究——毕业论文

硕士研究生学位论文新疆大学论文题目(中文)：气提式内循环反应器处理生活污水的试验研究论文题目(外文)：Experimental Study on Domestic Sewage Treatment by an Internal-loop Air-lift Bioreactor 研究生姓名：学科、专业：环境科学研究方向：环境管理导师姓名职称：论文答辩日期： 2010 年 5 月 19 日

学位授予日期：年月日

摘要气提式内循环反应器是以传统生物流化床为基础的一种新型好氧生物处理工艺，该反应器吸取了化工操作中的流态紊动技术，具有污泥负荷高，抗冲击负荷能力强，结构紧凑，占地面小等特点。本文对气提式内循环反应器的工作原理进行了阐述，总结了气提式内循环反应器的国内外研究现状及其在污水处理行业中的应用。试验采用气提式内循环反应器处理生活污水，利用正交实验确定反应器的最优参数，研究了反应器对COD、NH 4 +-N、SS、TN、TP等主要污染物的去除效果，并对反应器的抗冲击负荷能力以及活性污泥特性进行了研究。试验研究结果表明： 1、通过正交实验得出气提式内循环反应器最佳运行参数为HRT10h， Q L 0.55m3/h，SRT5d，该工况下气提反应器出水COD、NH 4 +-N和SS的去除率分别为90.17%、91.45%和91.85%，出水水质符合《城镇污水处理厂污染物排放标准》（GB 18918-2002）二级标准。 2、试验过程中，COD进水浓度最小值为229.71mg/L，最大值为595.69mg/L，平均浓度值为375.71mg/L。气提反应器COD去除率维持在64.24-94.43%，平均去除率为81.24%。COD出水浓度稳定，保持在33.16-96.17mg/L之间，平均出水浓度为63.24mg/L。污泥负荷平均为1.05kgCOD/（kgMLSS·d），高于一般好氧生物处理工艺。 3、气提式内循环反应器对SS的去除率维持在87.72-93.35%之间，平均去除率为89.87%。由正交实验结果可知，影响气提反应器出水SS浓度的主次顺序为SRT＞Q L ＞HRT，即泥龄是主要影响因素，其次是曝气量，影响最小的是水力停留时间。 4、气提式内循环反应器的脱氮除磷能力高于一般生物处理工艺。反应器TN、TP进水幅度分别为58.03-73.54mg/L与5.34-19.19mg/L，平均TN去除率达55.61%，高于一般生物处理工艺的20%-40%，平均TP去除率为57.72%，高于一般生物处理工艺的15%-20%。

化学反应工程的基本概念.docx

第一章 1.化学反应工程是一门研究 ( 化学反应个工程问题 ) 的科学。 2.所谓数学模型是指 ( 用数学方法表达各变量间的关系 ) 。 3.化学反应器的数学模型包括（动力学方程式、物料横算式子、热量衡算式、动量衡算式和参数计算式） 4.所谓控制体积是指（能把反应速率视作定值的最大空间范围）。 5.模型参数随空间而变化的数学模型称为（分布参数模型）。 6.模型参数随时间而变化的数学模型称为（非定态模型）。 7.建立物料、热量和动量衡算方程的一般式为( 累积量=输入量-输出量)。第二章 1.均相反应是指 ( 在均一的液相或气相中进行的反应) 。 2.对于反应aA + bB→ pP + sS，则r P=( p/a )r A。 A 的量 / 反应开始的物料 A 的 3. 着眼反应物 A 的转化率的定义式为( 转化率 Xa=转化了的物料量) 。 4.产物 P的收率ΦP与得率ХP和转化率 x A间的关系为 ( Xp/Xa ) 。 5.化学反应速率式为r A=k C C AαC Bβ，用浓度表示的速率常数为k C，假定符合理想气体状态方程，如用压力表示的速率常数k P，则 k C=[ (RT)的a+B次方]k P。 6. 对反应 aA + bB→ pP + sS的膨胀因子的定义式为（P+S）-(A+B))/A。 7.膨胀率的物理意义为 ( 反应物 A 全部转化后系统的体积变化率 ) 。 8.活化能的大小直接反映了 ( 反应速率 ) 对温度变化的敏感程度。 9.反应级数的大小直接反映了 ( 反应速率 ) 对浓度变化的敏感程度。 10.对复合反应，生成主产物的反应称为( 主反应 ) ，其它的均为 ( 副反应 ) 。 11.平行反应A→ P、A→ S均为一级不可逆反应，若E1＞ E2，选择性S p与 (A 的浓度 ) 无关，仅是(A 的浓度 ) 的函数。 12.如果平行反应 A → P 、A → S 均为一级不可逆反应，若 E1＞ E2，提高选择性 S P应( 提到温度 ) 。 13.一级连串反应 A → P→ S在平推流反应器中，为提高目的产物P 的收率，应 ( 降低)k 2/k 1。 14.产物 P 的收率的定义式为 ( 生成的全部 P 的物质的量 / 反应掉的全部 A 的物质的量 ) 15.产物 P 的瞬时收率φP的定义式为 ( 生成的物质的量 / 反应的 A 的物质的量 ) 16.产物 P 的选择性 S P的定义式为 ( 单位时间内产物P 的物质的量 / 单位时间内生成产物 S 的物质的量 ) 17.由 A 和 B 进行均相二级不可逆反应αA A+αB B =α S S，速率方程为： r =－ dC /dt=kC C。 AA A b 求：（ 1）当 C A0/C B0=αA/ αB时的积分式（2）当 C A0/C B0=λ≠αA/ αB时的积分式 18.反应 A → B 为 n 级不可逆反应。已知在 300K 时要使 A 的转化率达到 20%需，而在 340K 时达到同样的转化率仅需，求该反应的活化能E。第三章 1.理想反应器是指 ( 理想混合反应器平推流反应器 ) 。 2.全混流反应器的空时τ是 ( 反应器容积 ) 与( 进料的体积流量 ) 之比。 3.全混流反应器的放热速率Q G={ (Hr ) Ft 0 y A0 x A}。 4.全混流反应器的移热速率Q r ={Ft 0 C pm (T1T2 ) } 5.全混流反应器的定常态操作点的判据为{ Q G Q r}。 6.全混流反应器处于热稳定的定常态操作点的判据为{Q G Q r dQ r dQ G}。 dT dT

化学反应工程-模拟题三及答案

一、在体积为V 的反应器中进行液相等温反应P A →，已知反应速率为 2 A A kC r =-，求：（1）当CSTR 中的转化率为0.5时，若将反应器改为同体积的PFR ，反应条件不变，则转化率为多少？（9分）（2）当CSTR 中的转化率为0.5时，若将反应器体积增大10倍，反应条件保持不变，则转化率为多少？（9分）二、在一个等温活塞流反应器中，发生不可逆气相基元反应A 2B →。反应物A 和稀释剂C 以等摩尔比加入，A 的转化率为90%。如果A 的摩尔进料流率减少一半，假设C 的进料流率保持不变，那么A 的转化率为多少？（18分）三、有如下平行反应：其动力学方程分别为：8 .15.02B A P C C k r =，3.01B A S C C k r =，其中121==k k ，（1）当A 和B 的初始浓度为L mol C C B A /1500==，均从反应器入口加入，计算A 的转化率为0.5时的瞬时选择性。（5分）（2）对该平行反应，采用怎样的操作方式可以提高反应过程的选择性？（10分）四、假设某实验室有一非理想化学反应器，请问如何对这个反应器进行分析，如何求该反应器中反应物的转化率？（14分）五、在球形催化剂上进行一级不可逆反应P A →，催化剂的粒径为 2.4mm ，气流主体中A 的浓度为1mol/m 3，测得单位床层表观反应速率 (－r A )obs ＝2.77×10-5 mol/(cm 3.s)，组分A 在颗粒内有效扩散系数为0.15cm 2/s ，外部传质系数为K G ＝30cm/s 。请问：（1）外扩散对反应过程是否有影响？可通过什么途径来消除该影响？（5分）（2）内扩散对反应过程是否有影响？可通过什么途径来消除该影响？（10分）六、下表为转框反应器中测得的气固催化反应动力学数据： B A +) (P 主反应) (S 副反应

机械设计制造及其自动化毕业论文题目

机械设计制造及其自动化毕业论文基于纳米TiO<,2>碳热还原氮化制备Ti（C，N）的相关应用基础研究客观性问题——量子力学对机械物质观的挑战传动机械仓库管理系统设计及开发机械搅拌UASB反应器的研究高性能丁苯胶乳的研究与开发面向CAD设计模型的计算多体动力学虚拟原型基于XML的机械图形标记语言的研究与开发集装箱码头机械状态无线监控系统的研究重型商用车机械自动变速器控制软件开发及试验研究 A港务公司机械操作部培训系统研究特种橡胶/有机蒙脱土纳米复合材料的结构与性能研究激光陀螺捷联惯组减振系统设计及其动力学特性研究机械精度对中心偏测量精度的影响农业拖拉机液压机械无级变速传动变速规律研究林分密度对华北落叶松人工林林木生长及林下植物多样性影响的研究——以塞罕坝机械林场为例并联机器人及其协调操作的运动学和动力学研究质子交换膜退化机理研究机动喷射式地下施药机的研制生物可降解气管内支架的基础研究领域汉语理解知识库的研究与实现及在机械产品设计中的应用机械制造过程非核心业务外包战略决策与管理研究 SWFP66X60A型锤式粉碎机锤片尺寸及排列方式优化研究振荡轮与热沥青混合料相互作用动力学过程的研究印刷机滚筒疲劳强度分析和寿命估算研究博山区机械电子工业园区发展战略研究油田关键往复机械智能诊断方法和技术研究硅片软磨料砂轮的磨削性能研究

预制桩打桩过程的非线性有限元分析低振动的滚筒洗衣机驱动系统控制研究平面柔性机械设计方法堆垛机位置控制若干问题研究基于旋量和李群李代数的SCARA工业机器人研究机械制造企业信息化中订单变更及生产计划技术研究云杉CTMP纤维漆酶介体体系改性工艺及其机理研究阻燃镁合金的制备及半固态研究机械构件动态参数电磁检测技术与系统研究基于自然进风机械排风的住宅通风换气技术的研究运煤车防冻液喷洒装置液流及机械系统设计机械自动化控制系统中RS485-光-CAN通信模块设计与开发华泰重工基于供应链的项目成本控制研究机械成孔混凝土灌注桩竖向承载力研究基于虚拟仪器的机械量测试系统模拟毫针机械刺激诱导成纤维细胞压力信号生物转化作用与针刺效应的研究熊猫型保偏光纤机械强度分析的理论和方法研究轿车车身冲压线机器人物流机械系统及关键设备的研制市场经济下烟草机械企业技术标准体系研究环模制粒机高效制粒机理与性能分析用于大型旋转机械转子故障监测的电感测量仪的研制成年大鼠心房肌细胞牵张激活钾通道的门控机制基于流形学习的机械故障诊断理论与方法研究基于长周期光纤光栅的理论及应用研究人工机械心脏瓣膜置换术后华法林抗凝治疗的监测中低端产品用全棉秆化机浆生产工艺及机理研究基于通用化思想的透平机械热力性能在线评估系统研究 Al-Zn-Mg合金的表面纳米晶化及其性能研究

毕业设计参考釜式反应器的设计

釜式反应器的设计

前言《化工设备机械基础》化学工程、制药工程类专业以及其他相近的非机械类专业，对化下设备的机械知识和设计能力的要求而编写的。通过此课程的学习，是通过学习使同学掌握基本的设计理论并具有设计钢制的、典型的中、低、常压化工容器的设计和必要的机械基础知识。化工设备机械基础课程设计是《化工设备机械基础》课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是学生体察工程实际问题复杂性，学习初次尝试化工机械设计。化工设计不同于平时的作业，在设计中需要同学独立自主的解决所遇到的问题、自己做出决策，根据老师给定的设计要求自己选择方案、查取数据、进行过程和设备的设计计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的比较分析，择优选定最理想的方案和合理的设计。化工设备课程设计是培养学生设计能力的重要实践教学环节。在教师指导下，通过裸程设计，培养学生独立地运用所学到的基本理论并结合生产实际的知识，综合地分析和解决生产实际问题的能力。因此，当学生首次完成该课程设计后，应达到一下几个目的： ⑴熟练掌握查阅文献资料、收集相关数据、正确选择公式，当缺乏必要的数据时，尚需要自己通过实验测定或到生产现场进行实际查定。

⑵在兼顾技术先进性、可行性、经济合理的前提下，综合分析设计任务要求，确定化工工艺流程，进行设备选型，并提出保证过程正常、安全可行所需的检测和计量参数，同时还要考虑改善劳动条件和环境保护的有效措施。 ⑶准确而迅速的进行过程计算及主要设备的工艺设计计算及选型。 ⑷用精炼的语言、简洁的文字、清晰地图表来表达自己的设计思想和计算结果。化工设备机械基础课程设计是一项很繁琐的设计工作，而且在设计中除了要考虑经济因素外，环保也是一项不得不考虑的问题。除此之外，还要考虑诸多的政策、法规，因此在课程设计中要有耐心，注意多专业、多学科的综合和相互协调。我的工作是生产对苯二甲酸，所以想通过对苯二甲酸来设计反应釜。首先我由对PTA的介绍中引入本文所介绍的内容。精对苯二甲酸（PTA）是聚酯工业的重要原料，（1）精PTA工艺，此工艺采用催化氧化法将对精对二甲苯（PX）氧化成粗TA，再以加氢还原法除去杂质，将CTA精制成PTA。这种工艺在PTA 生产中居主导地位。PTA产品所含的PT酸含量较高（200ppm 左右）4-CBA较低（25ppm左右），而QTA（或ＥＰＴＡ）产品中所含的杂质与PTA相反，４-ＣＢＡ较高（250ppm左右），PT酸较低（25ppm左右以下）。目前，钴-锰-溴三元复合体系是PX氧化的最佳催化剂，其中钴是最贵的，所以

化学反应工程基本概念

第一章 1. 化学反应工程是一门研究 (化学反应个工程问题)的科学。 2. 所谓数学模型是指 (用数学方法表达各变量间的关系)。 3. 化学反应器的数学模型包括（动力学方程式、物料横算式子、热量衡算式、动量衡算式和参数计算式） 4. 所谓控制体积是指（能把反应速率视作定值的最大空间范围）。 5. 模型参数随空间而变化的数学模型称为（分布参数模型）。 6. 模型参数随时间而变化的数学模型称为（非定态模型）。 7. 建立物料、热量和动量衡算方程的一般式为 (累积量=输入量-输出量)。第二章 1. 均相反应是指 (在均一的液相或气相中进行的反应)。 2. 对于反应aA + bB → pP + sS ，则r P =( p/a )r A 。 3.着眼反应物A 的转化率的定义式为(转化率Xa=转化了的物料A 的量/反应开始的物料A 的量)。 4. 产物P 的收率ΦP 与得率ХP 和转化率x A 间的关系为( Xp/Xa )。 5. 化学反应速率式为r A =k C C A αC B β，用浓度表示的速率常数为k C ，假定符合理想气体状态方程，如用压力表示的速率常数k P ，则k C =[ (RT)的a+B 次方]k P 。 6.对反应aA + bB → pP + sS 的膨胀因子的定义式为（P+S ）-(A+B))/A 。 7.膨胀率的物理意义为 (反应物A 全部转化后系统的体积变化率)。 8. 活化能的大小直接反映了 (反应速率) 对温度变化的敏感程度。 9. 反应级数的大小直接反映了(反应速率) 对浓度变化的敏感程度。 10.对复合反应，生成主产物的反应称为 (主反应)，其它的均为(副反应)。 11. 平行反应A → P 、A → S 均为一级不可逆反应，若E 1＞E 2，选择性S p 与 (A 的浓度) 无关，仅是 (A 的浓度) 的函数。 12. 如果平行反应A → P 、A → S 均为一级不可逆反应，若E 1＞E 2，提高选择性S P 应(提到温度)。 13. 一级连串反应A → P → S 在平推流反应器中，为提高目的产物P 的收率，应(降低)k 2/k 1。 14. 产物P 的收率的定义式为 (生成的全部P 的物质的量/反应掉的全部A 的物质的量) 15. 产物P 的瞬时收率φP 的定义式为(生成的物质的量/反应的A 的物质的量) 16. 产物P 的选择性S P 的定义式为(单位时间内产物P 的物质的量/单位时间内生成产物S 的物质的量) 17. 由A 和B 进行均相二级不可逆反应αA A+αB B = αS S ，速率方程为： r A =－dC A /dt=kC A C b 。求：（1）当C A0/C B0=αA /αB 时的积分式（2）当C A0/C B0=λ≠αA /αB 时的积分式 18. 反应A → B 为n 级不可逆反应。已知在300K 时要使A 的转化率达到20%需12.6min ，而在340K 时达到同样的转化率仅需3.20min ，求该反应的活化能E 。第三章 1. 理想反应器是指(理想混合反应器平推流反应器)。 2. 全混流反应器的空时τ是 (反应器容积) 与(进料的体积流量)之比。 3. 全混流反应器的放热速率Q G ={ 00()A A Hr Ft y x ? }。 4. 全混流反应器的移热速率Q r ={ 012()pm Ft C T T - } 5. 全混流反应器的定常态操作点的判据为{ G r Q Q = }。 6. 全混流反应器处于热稳定的定常态操作点的判据为{ G r Q Q = G r dQ dQ dT dT > }。

化学反应工程习题课(20170527)

化学反应工程习题课 1：[填空题]平推流管式反应器t≥t 时，F （t ）=_1__。平推流管式反应器t =t 时，E （t ）=_∞___。 2：[填空题]在轴向扩散模型中，模型的唯一参数贝克莱数Pe= uL r /Da ，物理意义是对流流动和扩散传递的相对大小（对流传递速率与扩散传递速率之比），Pe 准数愈大轴向返混程度就愈小_。 3：[填空题] 对于反应级数n ＞0的反应，为降低反应器容积，应选用平推流__反应器为宜。对于反应级数n ＜0的反应，为降低反应器容积，应选用_全混流_反应器为宜。 4：[填空题]气―固相催化反应的内扩散模数参数为_梯尔模数φ_，表达式是，它是表征内扩散影响的重要参数，数值平方的大小反映了表面反应速率与内扩散速率之比。无论何种形状催化剂颗粒，当φ<0.4时，η=1，即内扩散的影响可忽略，当φ>3.0时，即内扩散影响严重，内扩散因子η=1/φ。如何提高多相催化反应的反应速率，以强化反应器的生产强度，办法之一就是使内扩散有效因子增大。减小催化剂颗粒的尺寸，φ值减小，η值可增大，此外，增大催化剂的孔容和孔半径，可提高有效扩散系数De 的值，从而使φ值减小，η值增大。 5：[填空题] 对于多孔性的催化剂，分子扩散很复杂，当λ/2r a ≤0.01时，属于分子扩散，此时扩散速率主要受分子间碰撞的影响所致与孔半径尺寸无关。当λ/2r a ≥10时，属于努森扩散分子，此时主要是气体分子与孔壁的碰撞，与孔半径r a 无关，则努森扩散系数为D K = 39.710×r 扩散系数为D ei =εp D i /τm 6：[填空题] 气固相催化反应的7个步骤、3个过程，其中三个过程分别是_外扩散、_内扩散和化学动力学_过程。固体催化剂的比表面积的经典测定方法是基于BET 方程。 7：[填空题]外扩散对多相催化反应的影响时，一级不可逆反应的外扩散有效因子 η=1/（1+Da ），其中Da 称为丹克莱尔数，物理意义是化学反应速率与外扩散速率之比。 8：[填空题] 反应级数n= 1时，微观流体和宏观流体具有相同的反应结果。 9：[填空题] 活化能的大小直接反映了反应速率对温度的敏感程度。 10：[填空题]在建立数学模型时，根据基础资料建立物料、热量和动量衡算式的一般式为累积量=输入量-输出量。 11：[填空题]反应器物料的停留时间分布曲线是通过物理示踪法测定的，目前采用示踪剂的主要输入方式有阶跃输入法和脉冲输入法。物料在反应器内停留时间是一个随机过程，通常用二个函数及二个特征值予以描述；这二个函数分别是停留时间分布函数F (t ) 和停留时间分布密度函数E(t) ，二个特征值则是平均停留时间和停留时间分布的方差。 12：[填空题] 理想反应器中，平推流反应器的返混为___0___，全混流反应器的返混最大_。当完全没有返混时，2θδ=1，当返混达到极大程度时，2θδ=0，当返混介于二者之间时，即非理想流动时，2 θδ介于__0_和__1_之间。 13：[填空题]全混流反应器的容积效率η为反应时间t 与_空时τ___之比。 14：[填空题]具有良好搅拌装置的釜式反应器按理想混合反应器处理，而管径小，管子较长和流速较大的管式反应器按平推流反应器处理。 15：[填空题]理想反应器是指理想混合（完全混合）反应器、平推流（活塞流或挤出流）反应器。 16：[填空题]催化剂在使用过程中，可能因晶体结构变化、融合等导致表面积减少造成的物理失活，也可能由于化学物质造成的中毒或物料发生分解而造成的化学失活。

制药厂污水处理设计毕业论文

制药厂污水处理设计毕业论文目录前言·1第一部分：设计说明书·2 1 项目说明·2 1.1 设计任务及工程概况·2 1.2 设计原始资料·2 1.3 自然概况·3 1.4 设计依据·4 2 设计方案及其工艺流程确定·4 2.1 工艺选择的原则·4 2.2 工艺的确定·4 3 工艺设计说明·6 3.1 水处理单体构筑物设计说明·6 3.2 中水回用深度处理装置的设计说明·8 3.3 污泥处理设计说明·9 3.4 主要附属构筑物设计说明·9 4 污水厂总体布置·9 4.1 污水厂平面布置·9 4.2 污水厂高程布置·10 5 补充说明·10 第二部分：设计计算书·11 1 水处理构筑物设计计算·11 1.1 中格栅设计计算·11 1.2 细格栅设计计算·12 1.3 集水池设计计算·13 1.4 铁炭电解池设计计算·14 1.5 沉淀池设计计算·15 1.6 均质缓冲池设计计算·17 1.7 UASB反应器设计计算·18 1.8 一级水解酸化池设计计算·28 1.9 CASS反应池设计计算·30 1.10 二级水解酸化池设计计算·36 1.11 曝气生物滤池设计计算·37 1.12 清水池设计计算·44 2 中水回用深度处理装置设计计算·44 2.1 高效过滤器设计计算·45 2.2 吸附塔设计计算·45 2.3 反渗透装置设计计算·45

2.4 接触池设计计算·46 3 泥处理构筑物设计计算·46 3.1 贮泥池池设计计算·46 3.2 污泥浓缩池池设计计算·47 3.3 污泥脱水间设计计算·49 4 附属构筑物设计计算·50 4.1 污水提升泵房的设计计算·50 4.2 鼓风机房的设计计算·50 5 高程设计计算·50 5.1 污水高程设计计算·50 5.2 污泥高程设计计算·50 6 工程概算·51 6.1 编制依据·51 6.2 处理厂费用的计算·51 6.3 工程效益分析·53 6.4 节能措施·53 6.5 结论·54 参考文献·55 致谢·56附录一·57 附录二·59 附录三·60

污水处理毕业论文

目录一、设计课题 (2) (一)、设计题目 (2) (二)、摘要 (2) (三)、关键词 (2) 二、绪论 (3) 三、酒精糟液的处理技术 (4) (一)、工艺选择 (5) (二)、工艺流程介绍 (5) (三)、主要处理构筑物、设备的设计 (5) 四、致谢 (10) 五、设计参考 (11)

某行业废水治理工艺设计薯干原料酒厂酒精糟液的处理技术╳╳╳学院╳╳╳专业╳╳╳（学生姓名）（指导教师：╳╳╳（教师姓名））摘要：论述了薯干原料酒厂酒精糟液的处理技术，提出带式压滤机固液分离-UASB-SBR的酒精槽液处理工艺，以某酒厂的应用实例说明工程设计方案、调试过程和处理效果。关键词: 酒精、废水、固液分离、UASB、SBR

绪论酒精工业是国民经济重要的基础原料产业。酒精广泛应用于化学、食品、日用化工、医药卫生等领域。我国的酒精年产量约为300万t，生产原料以粮食（玉米、薯干等）为主，粮食酒精中约有80%是用薯干酿造的。酒精生产过程中蒸馏工序排放的酒精糟液是一种含高悬浮物、高浓度的有机废液。据统计，每生产1t酒精，排放的有机物含量达500kg以上。全国每年排放的酒精工业废水约为1200万m3。大量的高浓度有机废水如果不经严格处理直接排放，将会造成严重的污染。资源浪费、污染环境已成为制约国内酒精工业发展的一个重要因素。

安徽省泗州酒厂是一个以薯干为原料生产酒精的白酒厂，年产酒精5000t。正常生产时排放酒精糟液250m3/d，糟液温度为90℃。废水中主要含糖类、有机酸、蛋白质和纤维素等，有机物浓度很高，COD Cr 达到30000～45000mg/L，BOD5达到15000～25000mg/ L。糟液非常浑浊，SS约为40000mg/L。废液呈酸性，pH为3～4。酒精糟液虽然污染物浓度高，但没有生物毒性，可生化性好。该厂属于淮河流域限期治理项目。为了彻底根治其对周围环境和地下水资源的严重污染，该厂对酒糟废液进行综合利用，建成处理能力为250m3/ d的高浓度有机废水(酒精糟液)处理厂。同时回收糟液中的饲料和生产沼气。设计废水水质指标为：COD Cr：40000mg/L；BOD5：25000mg/L；SS：20000mg/L；pH：3.5～4。处理后出水水质应达到《污水综合排放标准》(GB8978-88)中的行业一级标准：COD Cr：＜350mg/L；BOD5：＜200mg/L；SS：＜200mg/L；pH：6～9。 1、处理工艺选择（应该写两个工艺流程进行比较之后，选择一个比较合适的，因为你的这个标题是工艺的选择，一个工艺就没有选择的必要）酒精糟液综合利用和深度处理的关键之一是对酒精糟液进行有效的固液分离。薯干酒精糟液的脱水处理具有很大难度，过去采用离心脱水机和箱式压滤机两种脱水设备进行脱水试验，由于薯干酒精糟液粘度大，粒度小，容易将离心脱水机的滤网和箱式压滤机的滤布堵塞，结果均不是很成功。因而无法应用于薯干酒精糟液的脱水。原机械部环保所对酒精糟液脱水工艺进行了深入研究，开发研制

(完整版)化学反应工程习题

化学反应工程习题第一部分：均相反应器基本理论 1、试分别写出N 2+3H 2=2NH 3中用N 2、H 2、NH 3的浓度对时间的变化率来表示的该反应的速率；并写出这三种反应速率表达式之间的关系。 2、已知某化学计量式为 S R B A 2 121+=+的反应，其反应速率表达式为B A A C C r 5 .02=，试求反应速率B r =？；若反应的化学计量式写成S R B A +=+22，则此时反应速率A r =？为什么？ 3、某气相反应在400 o K 时的反应速率方程式为2 21061.3A A P d dP -?=- τ h kPa /，问反应速率常数的单位是什么？若将反应速率方程改写为2 1A A A kC d dn V r =?-=τ h l mol ./，该反应速率常数k 的数值、单位如何？ 4、在973 o K 和294.3×103Pa 恒压下发生下列反应：C 4H 10→2C 2H 4+H 2 。反应开始时，系统中含丁烷为116kg ，当反应完成50%时，丁烷分压以235.4×103Pa /s 的速率发生变化，试求下列项次的变化速率：（1）乙烯分压；（2）H 2的摩尔数；（3）丁烷的摩尔分率。 5、某溶液反应：A+B →C ，开始时A 与B 摩尔数相等，没有C ，1小时后A 的转化率为75%，当在下列三种情况下，2小时后反应物A 尚有百分之几未反应掉？（1）对A 为一级、B 为零级反应；（2）对A 、B 皆为一级反应；（3）对A 、B 皆为零级反应。 6、在一间歇反应器中进行下列液相反应： A + B = R A + R = S 已知原料组成为C A0 = 2 kmol/m 3，C B0 = 4 kmol/m 3，C R0 = C S0 = 0。反应混合物体积的变化忽略不计。反应一段时间后测得C A = 0 .3 kmol/m 3，C R = 1.5 kmol/m 3。计算这时B 和S 的浓度，并确定A 的转化率、生成R 的选择性和收率。 7、一级可逆反应A = R 在等温下进行。已知C A0 = 500mol/m 3，C R0 = 0。若该反应在一间歇反应器中进行，且在反应温度下667.0=Ae x 。经480 s 后测得333.0=A x 。（1）试确定此反应的动力学方程；（2）计算A x 分别达到0.6和0.65所需的反应时间；（3）比较计算结果，你有什么体会？

不同的行为批次和半连续反应器的两个化学反应的比较研究 毕业论文外文翻译